CN103723680B - 重油流态化制氢方法、装置和反应系统 - Google Patents

重油流态化制氢方法、装置和反应系统 Download PDF

Info

Publication number
CN103723680B
CN103723680B CN201210385855.1A CN201210385855A CN103723680B CN 103723680 B CN103723680 B CN 103723680B CN 201210385855 A CN201210385855 A CN 201210385855A CN 103723680 B CN103723680 B CN 103723680B
Authority
CN
China
Prior art keywords
heavy oil
gas
reactor
catalyst
fluidized reactor
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201210385855.1A
Other languages
English (en)
Other versions
CN103723680A (zh
Inventor
杨小明
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Original Assignee
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Sinopec Research Institute of Petroleum Processing, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
Priority to CN201210385855.1A priority Critical patent/CN103723680B/zh
Publication of CN103723680A publication Critical patent/CN103723680A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN103723680B publication Critical patent/CN103723680B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584—Recycling of catalysts

Landscapes

  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Catalysts (AREA)
  • Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)

Abstract

重油流态化制氢的方法、装置和反应系统，一种重油流态化制氢方法，包括：重油和水蒸气预热后由底部进入流化态反应器，与平均粒径50～80微米的含氧化镍、氧化镁的催化剂接触，在温度为900～980℃、压力为0.1～3.0MPa的条件下反应；产物气和待生催化剂引出流化态反应器进行气固分离，分离出的产物气进入后续分离提纯装置获得高纯度氢气；分离出的催化剂经料封阀后在920-1250℃的条件下与含氧气体接触烧焦再生，经料封阀后返回流态化反应器循环使用。本发明提供的方法重油原料转化和产氢效率高、反应温度控制平稳、系统热量传输效率高、装置和操作更加简化和安全，整套装置结构简单、紧凑、并且不需要预先脱除原料中的硫。

Description

重油流态化制氢方法、装置和反应系统
技术领域
本发明涉及一种石油烃的催化转化方法、装置和反应系统，更具体地，涉及一种将重油尤其是劣质重油转化成富含氢气产物的方法和装置。
背景技术
清洁燃料的生产必然增加对氢气的需求，以各种矿物质包括以煤、石油和天然气为原料的制氢技术得到氢气产品是主要的氢气来源，其中最成熟也最常用的仍然是烃类的蒸汽重整制氢工艺，水蒸汽重整制氢工艺自1926年已历经数十年的工艺改进沿用至今，并得到了最为广泛的应用（Satterfild C.N.,Heterogeneous Catalysis in Industrial Practice:New YorkMcgraw Hill,1991），工业化规模的蒸汽重整制氢装置的工艺流程大致相同，都由原料气预处理、蒸汽转化、变换和氢气提纯四大单元组成，其核心是蒸汽转化单元。
CN101190781A公开了一种传统蒸汽转化制氢工艺，轻烃和氢气按体积比5～10%混合后，加压到0.5～5.0MPa，升温至350～380℃，进行烯烃饱和及有机硫转化，将原料中的烯烃含量降至1%以下，硫含量降到0.2ppm以下；精制后的原料气按水碳摩尔比3.0～5.0与水蒸汽混合，再加热至450～520℃发生转化反应；出转化炉780～860℃转化气冷却降温至340～380℃进入中温变换流程发生变换反应；中变气经过余热回收和循环水冷却温度降至40℃，然后经过PSA氢气提纯工艺，生产出氢气纯度为99.9～99.9999(V)的氢气。
传统蒸汽重整制氢工艺虽有转化效率高的优点，但只能采用轻烃作为原料，不能够以重质烃作为原料，并且原料必须经过严格脱硫预处理。采用重油作为原料制氢的方法在现有技术中也有报道，但较多的是催化裂化装置中利用待生催化剂部分氧化气化生成富含一氧化碳的技术，生成的富含一氧化碳的烟气降温脱硫预处理后再通过变化反应获得氢气。
CN1400159A公开了一种利用催化裂化再生烟气制氢的方法，主要是将催化裂化反应后积碳的催化剂在第一再生器中与含氧气体500～600℃、空床气速0.2～0.8m/s的条件下接触2～25秒后，再生烟气送至后续制氢过程，分离再生烟气中的一氧化碳，使其与水蒸气进行变换反应，并从所产生的气体中分离氢气，催化剂进入第二再生器进行常规的再生。其没有公开所必须的烟气降温后脱硫预处理再进行变换制氢等过程。
CN1504404A公开了一种炼油与气化相结合的工艺方法，利用焦炭转移剂在提升管反应器里处理渣油，一方面进行浅度催化裂化或热裂化，生成以柴油或低碳烯烃类为主的轻质组分；另一方面就是同步脱碳，是焦炭附着在焦炭转移剂上，在气化炉内气化焦炭转移剂上的焦炭，同时使焦炭转移剂再生。
CN102031140A公开了一种劣质重油加工焦炭气化的组合方法，主要包括重油原料与催化剂接触，分离产物油气和催化剂，油气送入后续分离系统；待生剂经汽提后送入气化炉气化获取合成气，催化剂活性组分为碱金属和碱土金属。
CN101210197A公开了一种烃油转化方法包括在裂化条件下将烃油与制氢催化剂接触，分离后将制氢催化剂与水蒸气和含氧气体接触获得合成气体，产物则进一步与裂化催化剂接触反应。所述的制氢催化剂为耐热无机氧化物载体上负载金属。
这些现有技术都是在反应器中催化裂化获得一部分油气产物，结焦后的催化剂在再生器中气化获得含一氧化碳和部分氢气组分的烟气再经冷却脱硫处理后去变换反应获得氢气，实际上可以看作是催化裂化反应器加上一个含焦炭催化剂气化反应器的简单组合，催化裂化再生器对生焦催化剂的再生，由普通的焦炭部分氧化气化炉代替催化裂化装置原来完全氧化的再生燃烧器，其制氢部分实质上就是普通的焦炭部分氧化气化，气化后的高温合成气尚需经过冷却后脱硫预处理才能进入变换工序制氢，效率和热量利用率都较低，这些现有技术一般都没有包括和公开后续的变换制氢过程，所获得的实际上只是气化成富含一氧化碳的烟气，并不是真正意义上的氢气。如果催化剂中含分子筛则受气化促进剂碱金属的污染就不能有效发挥其酸性催化功能，又会反过来影响其与原料油反应的催化裂化过程。所以这些已有技术的缺点是既不能够获得好的裂化产物分布和产物质量，又不能够获得高效率的制氢过程，难以在实际中得到应用，并且采用部分氧化气化的办法，在高温的再生器中既有氧气又含有大量还原性气体（氢气和一氧化碳），必须严格控制其爆炸范围，安全上存在较大的隐患，进一步限制了其在实际中的使用。
采用无氧再生的现有技术也有报道，如USP5362380公开了一种催化裂化制氢方法，使待生催化剂在无氧条件下与水蒸气在537～649℃下反应足够长的时间，生成含有氢气、二氧化碳、一氧化碳、甲烷的产物气流，同时使待生催化剂上的碳含量降至0.3～0.8%；产物气与催化剂气固分离，产物气冷却后进一步分离为含有90～97%氢气的富氢气流。其缺点是再生效果较差，与前述现有技术相同，无论是催化剂与原料油反应的催化裂化过程还是积碳后待生催化剂的再生制氢过程，效率和效果都不好。
发明内容
本发明解决的技术问题之一是在现有技术的基础上，提供一种满足连续化生产要求的重油流态化制备氢气的方法，在实现蒸气转化制备氢气同时，使得反应过程中催化剂活性长期稳定，平稳控制温度，装置可以长期稳定操作。
本发明解决的技术问题之二是提供一种用于重油蒸气重整制备氢气的反应-再生装置。
本发明解决的技术问题之三是提供一种重油蒸气重整制备氢气的反应系统，所述的反应系统包括流化床反应-再生装置、反应物料和催化剂。
一种重油流态化制氢方法，包括：
重油和水蒸气预热后由底部进入流化态反应器，与平均粒径50～80微米的含氧化镍、氧化镁的催化剂接触，在温度为900～980℃、压力为0.1～3.0MPa的条件下反应；产物气和待生催化剂引出流化态反应器进行气固分离，分离出的产物气进入后续分离提纯装置获得高纯度氢气；分离出的待生催化剂经料封阀后在920-1250℃的条件下与含氧气体接触烧焦再生，经料封阀后返回流化态反应器循环使用。
一种用于重油流态化制氢的反应-再生装置，该装置包括流化态反应器、气固分离器和再生器，流化态反应器的出口连通气固分离器，气固分离器的气相出口连通后续氢气分离提纯装置，气固分离器的催化剂出口经料封阀后连通再生器，再生器的再生催化剂出口经料封阀后与流化态反应器催化剂入口连通；所述的流化态反应器设置重油和水蒸气原料入口。
一种重油流态化制氢的反应系统，包括流化态反应器、气固分离器、再生器、反应物料和催化剂，重油和水蒸气与含有氧化镍、氧化镁的催化剂在流化态反应器中接触，在蒸汽重整条件下反应；流化态反应器顶部设置气固分离设备，反应产物由气固分离设备的气相出口排出反应器，催化剂由流化态反应器的固相出口经料封阀进入再生器中与含氧气体反应烧焦再生后，由再生器的再生催化剂出口经料封阀后返回流化态反应器中。
与现有技术相比，本发明提供的重油流化态制氢的方法、反应-再生装置、以及包含装置、反应物料和催化剂的反应系统具有以下有益效果：重油原料转化和产氢效率高、反应温度控制平稳、系统热量传输效率高、装置和操作更加简化和安全，整套装置结构简单、紧凑、并且不需要预先脱除原料中的硫。
附图说明
附图为本发明提供的重油流态化制氢方法流程示意图。
图中：1、流化态反应器；2、再生器；3、气固分离器；4、5、催化剂下料管；6、6’劣质重油原料；7、水蒸气；8、空气；9、产物气；10、烟气；11、控温滑阀；12、重油流量控制阀；13、空气流量控制阀。
具体实施方式
本发明提供的采用重油流化态制氢的方法、反应-再生装置、以及包含反应装置反应物料和催化剂的反应系统是这样具体实施的：
一种重油流态化制氢方法，包括：
重油和水蒸气预热后由底部进入流化态反应器，与平均粒径50～80微米的含氧化镍、氧化镁的催化剂接触，在温度为900～980℃、压力为0.1～3.0MPa的条件下反应；产物气和待生催化剂引出流化态反应器进行气固分离，分离出的产物气进入后续分离提纯装置获得高纯度氢气；分离出的待生催化剂经料封阀后在950-1250℃的条件下与含氧气体接触烧焦再生，经料封阀后返回流化态反应器循环使用。
一种用于重油流态化制氢的反应-再生装置，该装置包括流化态反应器、气固分离器和再生器，流化态反应器的出口连通气固分离器，气固分离器的气相出口连通后续氢气分离提纯装置，气固分离器的催化剂出口经料封阀后连通再生器，再生器的再生催化剂出口经料封阀后与流化态反应器催化剂入口连通；所述的流化态反应器设置重油和水蒸气原料入口。
一种重油流态化制氢的反应系统，包括流化态反应器、气固分离器、再生器、反应物料和催化剂，重油和水蒸气与含有氧化镍、氧化镁的催化剂在流化态反应器中接触，在蒸汽重整条件下反应；流化态反应器顶部设置气固分离设备，反应产物由气固分离设备的气相出口排出反应器，催化剂由流化态反应器的固相出口经料封阀进入再生器中与含氧气体反应烧焦再生后，由再生器的再生催化剂出口经料封阀后返回流化态反应器中。
本发明提供的方法、反应-再生装置和反应系统中，所述的流化态反应器是指利用反应物料气体使固体催化剂颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程的反应器。选自流化床反应器、提升管反应器或流化床和提升管反应器结合的形式，优选提升管反应器。采用流化床反应器或采用提升管反应器时，流化床反应器的进料方式和操作方式同现有技术中流化床反应器或提升管反应器的常规方式，本发明对此没有限制。
当采用流化床反应器时，重油和水蒸气由底部进入流化床反应器，催化剂由上部进入流化床反应器，产物气体由反应器顶部引出，经气固分离后进入后续分离提纯系统。待生催化剂由流化床反应器底部引出经料封阀后进入再生器中烧焦再生，来自再生器的再生催化剂可以经催化剂提升管线提升后返回流化床反应器循环使用。当采用提升管反应器时，重油、水蒸气和催化剂由底部进入提升管反应器，在温度为900～980℃、压力为0.1～3.0MPa的条件下反应，并沿提升管反应器向上运动，产物气体和待生催化剂由提升管反应器出口进入气固分离设备分离，分离出的产物气体进入后续分离提纯系统；分离出的待生催化剂经料封阀进入再生器烧焦再生，来自再生器的再生催化剂直接返回提升管反应器循环使用。
本发明提供的方法和系统中，所述的重油是指10%馏出温度高于500℃、50%馏出温度高于550℃的石油烃馏分，包括常压蜡油、减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢裂化尾油、常压渣油、减压渣油中的一种或其混合物。优选劣质重油，所述的劣质重油是指比重在0.92克/毫升以上、残碳5wt%以上的重油。
本发明提供的方法和系统中，以催化剂总重量为基准，以氧化物计，所述的催化剂含有5～10wt%的氧化镍、20～30wt%的氧化镁和60～70wt%的氧化铝。所述的催化剂中优选情况下含有6～8wt%的氧化镍。所述的催化剂中优选情况下含有22～28wt%的氧化镁。所述的催化剂的平均粒径为50～80微米、优选为60～70微米。
本发明提供的方法中，所述的重油和水蒸气预热至200～550℃、优选260～350℃引入反应器中。所述的重油和水蒸气的重量比为1：（1～5）、优选1：（1.1～1.8）。
本发明提供的方法中，所述的重油原料相对于流化态反应器的体积空速为0.3～0.8小时-1，优选情况下为0.4～0.6小时-1。
本发明提供的方法中，所述的流化态反应器的反应温度优选为920～960℃。
本发明提供的方法中，所说的流化态反应器的反应压力优选为0.12～2.5MPa。
本发明提供的方法中，所述的来自气固分离器的催化剂经料封后由含氧气体输送进入再生器中燃烧再生，再生器的温度为920～1250℃、优选950～980℃，压力为0.1～0.2MPa。再生完成后，再生催化剂经料封后返回流化态反应器重复使用，根据反应温度控制返回反应器的再生催化剂的流量。
所述的再生器中优选添加燃料补充热量。所述的燃料包括燃料气、轻质燃料油和重质燃料油，其中优选添加重质燃料油，所述的重质燃料油包括常压重油、减压蜡油、焦化蜡油、沥青、常压渣油、减压渣油、水煤浆、煤粉等。
下面结合附图以提升管反应器为例对本发明提供的方法进行详细的说明。但本发明并不因此而受到任何限制。
附图为本发明提供的重油流态化制氢方法流程示意图。如图所示，反应装置包括流化态反应器1、设置在流化态反应器顶端的气固分离器3和连通气固分离器3固相出口的再生器2。预热后的重油原料经管线6经重油流量控制阀12进入流化态反应器底部，来自管线4的再生催化剂经控温滑阀11在来自管线7的水蒸气的提升下由底部进入流化态反应器1中。重油与水蒸气、催化剂接触在反应温度900～980℃、0.1～3.0MPa的条件下反应，反应产物和待生催化剂由流化态反应器顶部进入气固分离器进行气固分离，分离出的产物气体9进入后续的氢气分离提纯装置提纯后进入管网；分离出的固体催化剂经上部下料管5经料封阀锁气锁压后进入再生器2；与来自管线8的空气和来自管线6’及重油流量控制阀12’的辅助劣质重油燃料燃烧除去焦碳和提高温度，高温烟气经管线10出再生器2，可用来与水蒸气进行换热；燃烧提温后的再生催化剂经下部下料管4经料封阀锁气锁压后进入流化态反应器1的底部，经控温滑阀11根据反应器温度控制滑阀开度，调节返回流化态反应器1的催化剂流量，实现反应器温度的自动平稳控制；新鲜催化剂可加入再生器中进行添加补充。
下面结合本发明的较佳实施例对本发明作进一步说明，但并不因此而限制本发明。
实施例中，催化剂为氧化镍/镁铝氧化物催化剂，制备方法如下：按照酸铝重量比0.3，浆液固含量30wt%将拟薄水铝石粉（工业品，中国铝业公司山东铝厂生产，含量67wt%）、轻质氧化镁粉（工业品，石家庄金宇镁业有限公司生产，纯度95wt%）、36wt%的盐酸和去离子水混合打浆，喷雾干燥，在800℃焙烧2小时，得到镁铝氧化物微球。
按镍和镁、铝的比例，采用硝酸镍溶液浸渍1小时，在120℃干燥2小时后，1000℃焙烧2小时得到实施例的催化剂。经分析所述的催化剂组成见表1，催化剂颗粒的平均粒径为70微米，催化剂的表观堆积密度为0.71克/毫升，磨损强度为1.5%。
实施例
实施例说明本发明提供的重油流态化制氢方法的效果。
试验流程如附图所示，以大庆减压渣油为原料和再生器辅助燃料，其性质见表2。重质原料油预热至260℃，与预热至500℃的水蒸气以及来自再生器的温度在950℃～980℃的再生催化剂颗粒一起进入流化态反应器1中发生气化和蒸汽重整反应，体积空速为0.45小时-1，水蒸气与原料油的重量比为1.25，系统压力0.15MPa，控制流化态反应器的出口温度为930℃，气化率为2000Nm3/吨油（原料油+燃料油），工艺过程条件和操作反应结果见表3。从流化态反应器1顶端流出的反应产物和结焦的待生催化剂进入气固分离器3中进行气固分离，分离出的反应气体经管线9进入后续分离提纯装置，分离出的待生催化剂经料封锁气锁压后经下料管5进入再生器2与空气接触烧焦再生，在热量不够的情况下再生燃烧器中补充喷入相同的劣质重油辅助燃烧并通过流量的控制调节燃烧器的温度；离开再生器2后的再生催化剂升温到950℃～980℃，经下料封锁气锁压后和下料管4进入流化态反应器1底部，根据反应器的温度经控温滑阀11调节流量后与原料和水蒸汽混合进入流态化反应器1，以平稳控制反应器出口温度。
产物气中含有62v%的氢气，见表3。送入后段膜分离器分离可得90～92v%的中等纯度氢气，或送入PSA分离装置获得更高纯度99.9999v%的高纯氢气。
需要说明的是，以上实施例仅用于说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而未脱离本发明技术方案的精神和范围。
表1、催化剂性质
表2重油原料性质
  原料油组成：
  碳，wt%   86.1
  氢，wt%   12.6
  残碳，wt%   7.5
  硫，wt%   0.05
  碳/氢   6.8
  原料油馏程：
  5%   450℃
  10%   512℃
  20%   550℃
表3、反应条件和结果
  反应器操作条件：
  出口温度，℃   930
  压力，MPa   0.15
  水/原料油   1.25
  体积空速，h-1   0.45
  气化率，Nm3/t   2000
  产物分布，v%
  氢气   62
  二氧化碳   4
  氮气   4
  一氧化碳   26
  甲烷   3.5

Claims (15)

1.一种重油流态化制氢方法，其特征在于，包括：重油和水蒸气预热后由底部进入流化态反应器，与平均粒径50～80微米的含氧化镍、氧化镁的催化剂接触，在温度为900～980℃、压力为0.1～3.0MPa的条件下反应；产物气和待生催化剂引出流化态反应器进行气固分离，分离出的产物气进入后续分离提纯装置获得高纯度氢气；分离出的待生催化剂经料封阀后在920-1250℃的条件下与含氧气体接触烧焦再生，经料封阀后返回流态化反应器循环使用；以催化剂总重量为基准，以氧化物计，所述的催化剂由5～10wt％的氧化镍、20～30wt％的氧化镁和60～70wt％的氧化铝组成。
2.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的重油包括常压蜡油、减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢裂化尾油、常压渣油和减压渣油中的一种或其混合物。
3.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的催化剂中含有6～8wt％的氧化镍。
4.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的催化剂中含有22～28wt％的氧化镁。
5.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的催化剂的平均粒径为60～70微米。
6.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的重油和水蒸气预热至200～550℃引入流化态反应器中。
7.按照权利要求6的方法，其特征在于，所述的重油和水蒸气预热至260～350℃引入流态化反应器中。
8.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的重油和水蒸气的重量比为1：(1～5)。
9.按照权利要求8的方法，其特征在于，所述的重油和水蒸气的重量比为1：(1.1～1.8)。
10.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的重油相对于流化态反应器的体积空速为0.3～0.8小时-1。
11.按照权利要求10的方法，其特征在于，所述的重油相对于流化态反应器的体积空速为0.4～0.6小时-1。
12.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的流化态反应器的反应温度为920～960℃。
13.按照权利要求1的方法，其特征在于，所述的流化态反应器的反应压力为0.12～2.5MPa。
14.用于实施权利要求1-13中任一种重油流态化制氢方法的反应-再生装置，其特征在于，该装置包括流化态反应器、气固分离器和再生器，流化态反应器的出口连通气固分离器，气固分离器的气相出口连通后续氢气分离提纯装置，气固分离器的催化剂出口经料封阀后连通再生器，再生器的再生催化剂出口经料封阀后与流化态反应器催化剂入口连通；所述的流化态反应器设置重油和水蒸气原料入口。
15.实施权利要求1-13中任一种重油流态化制氢方法的反应系统，其特征在于，包括流化态反应器、气固分离器、再生器、反应物料和催化剂，重油和水蒸气与含有氧化镍、氧化镁的催化剂在流化态反应器中接触，在蒸汽重整条件下反应；流化态反应器顶部设置气固分离设备，反应产物由气固分离设备的气相出口排出反应器，催化剂由流化态反应器的固相出口经料封阀进入再生器中与含氧气体反应烧焦再生后，由再生器的再生催化剂出口经料封阀后返回流化态反应器中。
CN201210385855.1A 2012-10-12 2012-10-12 重油流态化制氢方法、装置和反应系统 Active CN103723680B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201210385855.1A CN103723680B (zh) 2012-10-12 2012-10-12 重油流态化制氢方法、装置和反应系统

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201210385855.1A CN103723680B (zh) 2012-10-12 2012-10-12 重油流态化制氢方法、装置和反应系统

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN103723680A CN103723680A (zh) 2014-04-16
CN103723680B true CN103723680B (zh) 2015-05-20

Family

ID=50448029

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201210385855.1A Active CN103723680B (zh) 2012-10-12 2012-10-12 重油流态化制氢方法、装置和反应系统

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN103723680B (zh)

Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN116004276A (zh) * 2021-10-22 2023-04-25 中国石油化工股份有限公司 一种劣重质油预处理和制氢的方法
CN116004275A (zh) * 2021-10-22 2023-04-25 中国石油化工股份有限公司 一种催化制氢和富集二氧化碳的方法
CN116004274A (zh) * 2021-10-22 2023-04-25 中国石油化工股份有限公司 一种催化制氢兼产低碳烯烃的方法
CN115744823B (zh) * 2023-01-09 2023-04-14 清华大学 一种碳氢燃料热解与水蒸气重整耦合制合成气方法及制合成气系统

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1076171A (zh) * 1993-03-17 1993-09-15 天津大学 含稀土的重油制城市煤气催化剂
CN101054161A (zh) * 2007-05-25 2007-10-17 清华大学 循环流化床甲烷水蒸汽重整制氢反应工艺及反应装置

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1076171A (zh) * 1993-03-17 1993-09-15 天津大学 含稀土的重油制城市煤气催化剂
CN101054161A (zh) * 2007-05-25 2007-10-17 清华大学 循环流化床甲烷水蒸汽重整制氢反应工艺及反应装置

Also Published As

Publication number Publication date
CN103723680A (zh) 2014-04-16

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EP3566770B1 (en) A process for catalytic gasification of carbonaceous feedstock
CN106629600B (zh) 粗合成气吸附催化制氢工艺及其设备
CN100497160C (zh) 采用循环流化床的吸附强化甲烷水蒸汽重整制氢工艺及装置
CN103923705A (zh) 生物质气化制取富氢气体的装置及方法
CN103571541B (zh) 一种联产甲烷和焦油的催化气化方法
CN108946661B (zh) 一种生物质气化制备氢气的方法及系统
CN103723680B (zh) 重油流态化制氢方法、装置和反应系统
CN103373706A (zh) 一种甲烷重整制氢方法及装置
CN110951508A (zh) 一种基于氧化钙的煤化学链催化气化制甲烷装置和工艺
KR101142501B1 (ko) 용철 제조 장치
CN102698817B (zh) 一种流化催化裂化催化剂纯氧再生工艺和制氢方法
CN102234545B (zh) 一种含炭质材料气化制合成气的方法
CN102259835A (zh) 一种基于熔融盐特性的粗合成气净化提质新方法
CN102464299B (zh) 一种流化床甲烷水蒸气重整制氢的方法
CN103084158A (zh) 用于热解生物质的吸附催化热载体
US11643609B2 (en) Process and a system for producing synthesis gas
CN103183319A (zh) 一种轻烃蒸汽转化制氢的方法、装置和反应系统
CN103695040A (zh) 一种用于煤炭化学链载氧体制备合成气技术的工艺流程
CN103723679B (zh) 一种重油移动床制氢方法和反应系统
CN103183318B (zh) 一种移动床轻烃蒸汽转化制氢方法和装置
CN212800244U (zh) 一种基于富油煤油气联产技术的化工集成系统
CN104651005B (zh) 一种褐煤催化直接制甲烷的装置和方法
CN111057585B (zh) 煤流化气化的方法
CN108946659B (zh) 一种石油焦气化制备氢气的系统及方法
CN107760386B (zh) 差速循环流化床热解气化装置及其方法

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant